Universidad Nacional Mayor de San Marcos
Universidad del Perú. Decana de América
Facultad de Química e Ingeniería Química
Escuela Profesional de Ingeniería Química
Evaluación de parámetros hidrodinámicos en un
reactor airlift piloto para su potencial aplicación en
procesos de lixiviación de minerales oxidados de cobre
TESIS
Para optar el Título Profesional de Ingeniero Químico
AUTOR
Francisco DUEÑAS MORALES
ASESOR
Ana María OSORIO ANAYA
Lima, Perú
2020
Reconocimiento - No Comercial - Compartir Igual - Sin restricciones adicionales
https://creativecommons.org/licenses/by-nc-sa/4.0/
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Referencia bibliográfica
Dueñas, F. (2020).
Evaluación de parámetros hidrodinámicos en un reactor airlift
piloto para su potencial aplicación en procesos de lixiviación de minerales oxidados
de cobre. Tesis para optar el título de
Ingeniero Químico. Escuela Profesional de
Ingeniería Química, Facultad de
Química e Ingeniería Química, Universidad
Nacional Mayor de San Marcos, Lima, Perú.
Hoja de Metadatos complementarios
Código ORCID del autor
0000-0001-9846-5014
DNI o pasaporte del autor
73745796
Código ORCID del asesor
0000-0002-4384-4671
DNI o pasaporte del asesor
08633698
Grupo de investigación
—
Agencia financiadora
País de la agencia financiadora:
Perú
Nombre y siglas de la agencia
financiadora:
Concejo Nacional de Ciencia y Tecnología -
CONCYTEC
Nombre del programa financiero:
—
Número de contrato:
Contrato N0 002-2016
Ubicación geográfica donde se
desarrolló la investigación
Jr. Medrano Silva 165, Barranco 15063
Lima – Perú
Latitud: -12.135309 | Longitud: -77.021059
Año o rango de años en que
se realizó la investigación
2017-2018
Disciplinas OCDE
Ingeniería de procesos
http://purl.org/pe-repo/ocde/ford#2.04.02
Ingeniería química
http://purl.org/pe-repo/ocde/ford#2.04.01
Un pesimista ve el vaso medio vacío. Un optimista ve el vaso medio lleno. Un ingeniero ve que el vaso es el doble de grande de lo que debería ser…
AGRADECIMIENTOS
A CONCYTEC, CIENCIACTIVA y la Embajada Británica en Lima; por el financiamiento de este trabajo de investigación a través del proyecto “Mejoramiento de la eficiencia en el procesamiento de minerales presentes en suelo peruano mediante el diseño y construcción de reactores piloto asistido por simulación computacional e información fisicoquímica-mineralógica” (Contrato N0 002-2016).
A mi asesora, la MSc. Ana María Osorio, por la confianza depositada en mí durante los últimos 4 años, por sus valiosos consejos tanto en el ámbito académico como en lo personal y por la oportunidad de permitirme crecer como profesional. Por su constancia y rigor para llevar a buen puerto el presente trabajo de tesis.
A mis asesores de la Universidad de Ingeniería y Tecnología (UTEC), los doctores Gustavo Henndel Lopes y Juan Carlos Rodríguez, por su constante apoyo y compromiso en esta investigación, por preocuparse en brindarme las condiciones y ambiente adecuado para todos los trabajos y el desarrollo experimental y por compartir sus conocimientos y experiencia profesional.
A Christian Cárdenas y Misael Oré, asistentes de investigación en UTEC, por compartir los conocimientos que fueron adquiriendo a lo largo del proyecto; y a Romain Portet, compañero de estos últimos meses, por su gran ayuda en la ejecución de los experimentos en el laboratorio. Gracias por crear un buen ambiente laboral.
Al doctor Pablo Brito Parada del Imperial College London, por su asesoría académica y la confianza en el trabajo escrito y experimental realizado.
A los ingenieros Rubén Gilvonio y César Zanabria y a mis ex compañeros de UNACEM, por permitirme realizar las pruebas de molienda y densidad en las instalaciones de la planta.
A mis padres Juan Dueñas y Juana Morales y a mis hermanos Milner, Gabriela y Anita, por estar conmigo en los buenos y malos momentos, por enseñarme a superar los obstáculos y nunca rendirme, por inculcarme la responsabilidad, respeto y ética, valores que me han acompañado a lo largo de la vida.
Por último, gracias a Melania, Bruno, Junior, Aarón y Alonso, por brindarme su desinteresada amistad durante los últimos 2 años, por sacarme una sonrisa en los malos momentos y estar conmigo en los buenos y a Sheyla, a quién conozco desde el 2010, por sus constantes palabras de aliento y motivación
ÍNDICE
RESUMEN ... 1
INTRODUCCIÓN ... 3
CAPÍTULO I: PLANTEAMIENTO DEL ESTUDIO ... 5
1.1. Planteamiento y formulación del problema ... 5
1.1.1. Problema general ... 6 1.1.2. Problema específico ... 6 1.2. Objetivos ... 6 1.2.1. Objetivo general ... 6 1.2.2. Objetivos específicos ... 7 1.3. Justificación e importancia ... 7 1.4. Hipótesis ... 8 1.4.1. Hipótesis principal ... 8 1.4.2. Hipótesis secundarias ... 8
CAPÍTULO II: MARCO TEÓRICO... 9
2.1. Antecedentes del problema ... 9
2.2. Bases teóricas ... 17
2.2.1. Reactores multifásicos ... 17
2.2.2. Reactores neumáticamente agitados o de recirculación ... 18
2.2.2.1. Columna de burbujas ... 19
2.2.2.2. Reactor airlift ... 21
2.2.2.3. Tanques Pachuca ... 22
2.2.3. Hidrodinámica de mezclas multifásicas ... 24
2.2.3.1. Características de flujo ... 24
2.2.3.2. Regímenes de flujo en fluidos bifásicos (gas-líquido) ... 24
2.2.3.3. Regímenes de flujo en fluidos trifásicos (sólido-gas-líquido) ... 26
2.2.4. Parámetros hidrodinámicos en reactores neumáticamente agitados ... 28
2.2.4.2. Holdup de gas ... 29
2.2.4.3. Tiempo de mezcla y velocidad de circulación de líquido ... 31
2.2.4.4. Tamaño de burbuja y Dispersión... 32
2.2.4.5. Dispersión gas-líquido ... 33
2.2.5. Reacciones heterogéneas no catalíticas ... 33
2.2.5.1. Etapas de reacción del modelo de núcleo sin reaccionar ... 34
2.2.5.2. Lixiviación de minerales ... 35
CAPÍTULO III: METODOLOGÍA ... 37
3.1. Métodos y alcance de la investigación ... 37
3.1.1. Método de investigación ... 37
3.1.2. Nivel de la investigación ... 37
3.1.3. Tipo de la investigación ... 37
3.2. Diseño de la investigación ... 37
3.2.1. Identificación y definición del problema ... 37
3.2.2. Equipo ... 38
3.2.3. Definición de variables e instrumentación ... 39
3.3. Diseño del plan experimental ... 41
3.3.1. Tratamiento de la muestra ... 41
3.3.2. Caracterización de mezcla bifásica en el reactor ... 41
3.3.2.1. Holdup local de gas ... 41
3.3.2.2. Velocidad de circulación de líquido ... 41
3.3.2.3. Tratamiento estadístico ... 43
3.3.3. Caracterización de mezcla trifásica en el reactor ... 45
3.3.3.4. Altura de sedimentación ... 45
3.3.4. Lixiviación de minerales ... 46
3.4. Población y muestra ... 46
3.4.1. Población ... 46
3.4.2. Muestra ... 47
3.5.1. Datos del proceso ... 47
3.5.2. Referencias bibliográficas ... 47
CAPÍTULO IV: ANÁLISIS Y DISCUSIÓN DE RESULTADOS ... 48
4.1. Caracterización del mineral de trabajo ... 48
4.2 Análisis cualitativo del sistema bifásico ... 50
4.2.1. Efecto del nivel ... 52
4.2.2. Efecto del caudal de entrada de aire ... 53
4.3 Análisis cuantitativo del sistema bifásico ... 55
4.3.1. Holdup de gas, εG ... 55
4.3.2. Velocidad de circulación de líquido ... 58
4.3.2.1. Velocidad de circulación en el riser ... 60
4.4 Análisis cualitativo del sistema trifásico no reactivo ... 62
4.4.1. Efecto del caudal de entrada de aire ... 63
4.4.2. Efecto de la carga de sólidos ... 64
4.5 Análisis cuantitativo del sistema trifásico no reactivo ... 65
4.5.1. Holdup de gas, εG ... 65
4.5.2. Masa sedimentada ... 66
4.6. Elección de mejores condiciones para lixiviación ... 67
4.7. Lixiviación de minerales ... 68
CONCLUSIONES ... 73
RECOMENDACIONES ... 73
REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS ... 75
ANEXO ... 82
ANEXO A. DIMENSIONES DEL REACTOR AIRLIFT ... 82
ANEXO B. DIMENSIONAMIENTO DE ASPERSOR ... 84
ANEXO C. CÁLCULO DE DENSIDAD ... 86
ANEXO D: CÁLCULO DE LA POTENCIA REQUERIDA PARA LA OPERACIÓN DEL REACTOR AIRLIFT ... 87
ÍNDICE DE FIGURAS
Figura 1. (A) Diseño de reactor gaslift patentado por Schöller y Seidel. (B) Modificación
de su diseño inicial que aparece en la misma patente………...9
Figura 2. Diseño de reactor airlift de recirculación externa para procesos de
fermentación………..…10
Figura 3. Esquema de reactorairlift convencional de recirculación interna y zona de flujo
ascendente central………12
Figura 4. Clasificación de reactores multifásicos más importantes según la mezcla
multifásica con la que trabajan………17
Figura 5. Reactores neumáticamente agitados………19
Figura 6. Tipos de reactores de columna de burbujas………...21
Figura 7. Etapas de sedimentación de partículas sólidas en tanques Pachuca……….23
Figura 8. Mapa de regímenes de flujo bifásico gas-líquido en función a los flujos
volumétricos de líquido y aire………..25
Figura 9. Regímenes de flujo bifásico en tuberías verticales………26
Figura 10. Regímenes de flujo trifásico en tuberías verticales………..27
Figura 11. Mapa de regímenes de flujo trifásico en tuberías verticales. FB: Lecho fijo.
GS: Chorro de partículas sólidas. CS-S: Chorro y dispersión de clúster. SF-GLB: Lecho sólido fijo con burbujeo de fase gas-líquido. SA: Lecho trifásico agitado………28
Figura 12. Columna de líquido no gaseada y gaseada para la medición del holdup de
gas en una columna de burbujas………30
Figura 13. Etapas de reacción del modelo de conversión progresiva para reacciones
heterogéneas no catalíticas………34
Figura 14. Etapas de reacción del modelo de núcleo sin reaccionar para reacciones
heterogéneas no catalíticas……….35
Figura 15. Concepto de exposición y liberación de un mineral, en la lixiviación………36
Figura 16. Regiones del reactor airlift………39
Figura 18. Variables medidas del sistema trifásico en el reactor airlift……….45
Figura 19. Difractograma de fases minerales obtenido en el Laboratorio de Difracción
de Rayos X de UNACEM……….48
Figura 20. Fases mineralógicas más abundantes en el mineral del estudio. Tomado de
Portilla et al., 2017……….49
Figura 21. Comportamiento hidrodinámico en distintas zonas del reactor (A) Riser y
fondo del reactor. b) Zona de desgasificación. c) Downcomer……….51
Figura 22. Disminución de la presencia de burbujas a lo largo del reactor con un
aumento en el nivel por encima del tubo interno……….52
Figura 23. Movimiento caótico en la zona de desgasificación que se ve disminuido con
un aumento de nivel. (A) Nivel de 0 cm. (B) Nivel de 10 cm………..53
Figura 24. Burbujas con forma de tapón con trayectoria ascendente presentes en el
tramo medio del downcomer………54
Figura 25. Incremento de remolinos recirculatorios y turbulencia en la zona de
desgasificación en función al aumento de la velocidad superficial de entrada de gas…54
Figura 26. Holdup de gas global en función a la velocidad superficial de gas de
entrada………56
Figura 27. Holdup de gas en la región del riser en función a la velocidad superficial de
gas de entrada………57
Figura 28. Holdup de gas en la región del downcomer en función a la velocidad
superficial de gas de entrada………...57
Figura 29. Relación entre holdup de gas en las regiones del downcomer y riser……..58
Figura 30. Datos de tiempo de circulación en la región del riser……….58
Figura 31. Datos de velocidad de circulación del líquido en la región del riser……….59
Figura 32. Límites de control en datos de velocidad de circulación del líquido en el
riser………..59
Figura 33. Datos finales de velocidad de circulación de líquido en la región del riser…60
Figura 34. Velocidad de circulación en la región del riser en función a la velocidad
Figura 35. Velocidad de circulación en la región del downcomer en función a la
velocidad superficial del gas de entrada………61
Figura 36. Aumento de turbulencia en la zona de desgasificación. (A) USG = 10,55 m/s.
(B) USG = 46,83 m/s………..64
Figura 37. Vista superior del reactor: formación de espuma en el reactor. (A) sL = 5%
p/p (B) sL = 15 % p/p……….64
Figura 38. Holdup de gas en función a la velocidad superficial de gas para distintos
valores de carga de sólidos………..65
Figura 39. Estimado de masa sedimentada según el caudal de entrada de gas al
reactor……….66
Figura 40. Aumento de pH con respecto al tiempo durante el proceso de lixiviación en
el reactor airlift y a nivel laboratorio………69
Figura 41. Aumento de pH con respecto al tiempo durante el proceso de lixiviación en
el reactor airlift………70
GLOSARIO DE SÍMBOLOS
AD = área transversal del downcomer, cm2
AR = área transversal del riser, cm2
εG = fracción volumétrica de gas, holdup de gas
hB = distancia entre la base del tubo interno y el fondo del reactor, cm
hFS = altura de la columna de espuma sólida
hMS = altura de la columna de mineral sedimentado, cm
hT = altura de la columna de líquido por encima del tubo interno, cm
sL = carga de sólidos en el reactor, %sS = porcentaje de mineral sedimentado, %
tc = tiempo de circulación, s
tm = tiempo de mezcla, s
Ub = velocidad de característica de ascenso de burbuja, m/s
ULD = velocidad de líquido en el downcomer, m/s
ULR = velocidad de líquido en el riser, m/s
USG = velocidad superficial de gas, m/s
ABREVIATURAS:
AEL = Airlift de recirculación externa.
AIL = Airlift de recirculación interna.
CSTR = Reactor de tanque agitado.
FAL = reactor airlift sin tubo interno de ascenso.
FCC = reactor airlift con tubo interno de ascenso de longitud completa.
1 RESUMEN
En el presente trabajo de tesis se evaluó cualitativa y cuantitativamente un sistema multifásico compuesto por un flujo de líquido, aire y mineral dentro de un reactor airlift de recirculación interna con un volumen de trabajo de 18,0 L, empleado en un proceso de lixiviación ácida de minerales oxidados de cobre cuyo tamaño de partícula estuvo en el rango de 55 a 75 µm y con una densidad promedio de 2,94 g/cm3.
Se evaluó el efecto de la velocidad superficial del gas de entrada (USG) de 10,55
a 63,59 m/s, el nivel de líquido por encima del tubo interno o draftube (hT)de 5,0 a 20,0
cm y la carga de sólidos en el reactor (sL) de 5,0 a 15,0 % en peso de mineral con
respecto al volumen del reactor sobre el comportamiento de los flujos multifásicos y parámetros hidrodinámicos tales como el holdup de gas o fracción volumétrica del gas
en la mezcla (εG), las velocidades de líquido en las regiones de flujo ascendente o riser
(ULR) y flujo descendente o downcomer en el reactor (ULD), porcentaje de mineral
sedimentado (sS) y altura de la columna de espuma formada (hF).
La caracterización cualitativa se realizó mediante la visualización de los flujos desarrollados en cada región del reactor airlift. Para todos los valores de velocidad
superficial de gas de entrada (USG) testeados, se trabajó con un patrón de flujo de tipo
burbuja tanto en la región de flujo ascendente como descendente; caracterizado por burbujas de tamaño pequeño y forma esférica definida. En la zona de desgasificación, el flujo de burbujas es caótico con presencia de burbujas de tamaño y forma heterogénea. Por último, en el fondo del reactor, la presencia de burbujas es prácticamente nula pues transitaban rápidamente desde la región de flujo descendente a la de flujo ascendente.
Para los trabajos desarrollados con un flujo bifásico de aire-agua; se encontró que la velocidad superficial del gas de entrada (USG) tiene un mayor impacto sobre los
parámetros hidrodinámicos comparado al que ejerce el nivel de líquido por encima del tubo interno (hT). Para el caso del holdup de gas (εG), el valor encontrado en la región
de flujo descendente fue aproximadamente un 83,0 % del valor encontrado en la zona de flujo ascendente para todos los valores de USG empleados. Para el caso de la
velocidad de líquido, el valor en la región de flujo descendente (ULD) máximo fue de
0,310 m/s y la velocidad de líquido en la zona ascendente (ULR) máxima de 0,305 m/s.
En el comportamiento del flujo trifásico (mineral-aire-agua) se observó que la carga de sólidos (sL) impactó directamente en la formación de espuma en el reactor (hF)
2
y el porcentaje de mineral sedimentado (sS), el cual fue como máximo de 60,73 % para
una carga de sólidos de 5,0 % y una velocidad superficial del gas de entrada de 10,55 m/s y que se fue reduciendo hasta un 20,24 % para una carga de sólidos de 15,0 % y una velocidad superficial del gas de entrada de 63,59 m/s.
Una vez definidas las mejores condiciones de operación del reactor basado en los parámetros hidrodinámicos antes descritos, se realizó la lixiviación de minerales oxidados de cobre usando un nivel de líquido por encima del tubo interno de 15,0 cm, una velocidad superficial de gas de entrada de aire de 10,55 m/s, un porcentaje en peso de 15,0 % de sólidos y con una solución de ácido sulfúrico (0,05 M) como agente lixiviante. Se inició con la solución a pH 1,0 y se registró un incremento hasta un valor de 5,69 a los primeros 5 minutos de iniciado el proceso. Al finalizar el proceso de 4 horas de duración, se extrajo como máximo 0,12 gramos de cobre por kilogramo de mineral, cantidad que fue disminuyendo conforme aumentaba el valor de pH debido a la precipitación del metal a altos valores de pH.
Se realizaron, además, dos experimentos de lixiviación a nivel laboratorio en vasos agitados mecánicamente y con iguales condiciones de operación que los empleados en el proceso de lixiviación en el reactor, uno de ellos fue realizado manteniendo el pH en 1,0 durante todo el proceso y el otro a pH variable. Se obtuvo una extracción de 0,21 gramos de cobre por kilogramo de mineral en el vaso con pH controlado y 0,15 gramos de cobre por kilogramo de mineral en el vaso con pH variable, donde se notó el mismo efecto de aumento de pH y disminución en la cantidad de cobre extraído como en el reactor. Se observó que la cantidad de cobre extraído es dependiente de la acidez del sistema, por lo que el control de esta condición abre oportunidades de optimización en el proceso de lixiviación llevado a cabo en estos tipos de reactor.
3
INTRODUCCIÓN
La implementación de un proceso fisicoquímico a escala industrial en un equipo/reactor no convencional requiere de estudios previos a escala laboratorio y/o piloto. En estos estudios se precisa conocer y comprender la naturaleza, tanto de la cinética de la reacción química, que estudia las velocidades y mecanismos de reacción del proceso específico a llevarse a cabo como de la hidrodinámica del reactor en la escala de operación de estudio ya que gobierna los fenómenos de transferencia de masa y calor como el comportamiento del fluido dentro del reactor.
La presente investigación tiene como objetivo establecer las mejores condiciones de operación para un proceso de lixiviación ácida de minerales oxidados de cobre en un reactor airlift de recirculación interna. Si bien la cinética de la reacción es
una información muy importante para la puesta en marcha de reactores de lixiviación (como en cualquier otro tipo de reactor), en este estudio ha primado la evaluación de la hidrodinámica del reactor; los cuales se llevaron a cabo mediante análisis cualitativos locales y globales basados en la observación y caracterización del comportamiento de los flujos desarrollados en todas las regiones del reactor; y análisis cuantitativos basados en medir el efecto de las variables de entrada en parámetros de interés previamente definidos y que son característicos en la operación de este tipo de reactores. Una vez seleccionados, se procedió con la lixiviación de minerales oxidados de cobre.
En el Capítulo I se presenta el planteamiento del problema y se discute la importancia y justificación de la investigación realizada, teniendo como base el estado actual (en términos de tecnología, duración y eficiencia) de los procesos de lixiviación de minerales utilizados en el Perú; además, se presentan los problemas, de los cuales se desprenden los objetivos e hipótesis planteadas en la tesis.
Se abordan en el Capítulo II los aspectos teóricos de la investigación y se presenta en la primera parte antecedentes de la investigación, donde se realiza una revisión de la literatura desde los orígenes de un reactor airlift, los parámetros hidrodinámicos de operación más estudiados y modificaciones en él hechas para mejorar su performance para procesos específicos. En la segunda parte, se repasan conceptos teóricos de hidrodinámica, operación de reactores de agitación neumática multifásicos y lixiviación de minerales.
4
En el Capítulo III se presenta la metodología llevada a cabo. En primer lugar, se realizó la caracterización física y mineralógica del mineral el cual fue sometido a un proceso de chancado y molienda hasta obtener el tamaño requerido. Asimismo, se realizó la evaluación de su densidad y de las fases mineralógicas presentes mediante difracción de rayos X. Se procedió luego a realizar las evaluaciones de los parámetros hidrodinámicos tales como holdupde gas (εG), velocidad de circulación de líquido (UL) y
porcentaje de mineral sedimentado (sS); tanto en sistemas bifásicos (conformados por
aire y agua) como trifásicos (conformados por mineral, aire y agua) tomando en cuenta aspectos estadísticos que se detallan en este capítulo. Finalmente se realizó la lixiviación de minerales en el reactor airlift a escala piloto evaluándose la eficiencia de
extracción bajo las condiciones previamente establecidas. Además, se realizaron experimentos paralelos de lixiviación a escala laboratorio donde se evaluó el efecto del aumento de pH durante la extracción de cobre.
El Capítulo IV abarca la discusión, basada en la revisión de conceptos teóricos revisados en el Capítulo II, de los resultados de la caracterización de fases del mineral de estudio, la caracterización cualitativa y cuantitativa de la hidrodinámica multifásica en el reactor y los resultados de la lixiviación ácida. Para la selección de las mejores condiciones hidrodinámicas se hará uso de herramientas estadísticas que permitan cuantificar el impacto de cada variable de estudio tanto para mezclas bifásicas como trifásicas.
En cuanto a las conclusiones, se presentan los resultados más importantes de la evaluación y el desarrollo experimental que concuerdan con los objetivos y responden las preguntas planteadas en la presente tesis. Finalmente se presentan recomendaciones para mejorar la operación del reactor para el proceso de lixiviación descrito y ampliar el presente estudio.
5
CAPÍTULO I: PLANTEAMIENTO DEL ESTUDIO
1.1. Planteamiento y formulación del problema
La minería es uno de los sectores productivos más importantes y con mayor potencial en el Perú. A nivel mundial, el Perú es el segundo productor de cobre y plata con 2300 (11,86%) y 4100 (15,19%) toneladas métricas anuales respectivamente; en el caso de metales como el oro (4,84%) y estaño (6,43%) ocupa el sexto lugar y es el tercer mayor productor de zinc (6,84%) (U.S. Geological Survey, 2017). Con respecto a la economía interna peruana, la minería representa cerca del 60% del total de las exportaciones anuales, siendo el cobre y sus concentrados y metales el principal producto de exportación con 10,168 millones de dólares en el 2016 (SIICEX, 2017); además, el sector minero es el segundo aportante en el total del PBI (13.80% en el 2016) y el que mayor crecimiento presenta, habiendo crecido 16,30% en el último año (Cuela, 2017). Sin embargo, y a pesar de estas buenas cifras los procesos aquí empleados para la recuperación de metales no son eficientes en muchos casos ni hacen uso de tecnologías avanzadas. Este pobre desarrollo tecnológico deriva de la simplificación de procesos y de la falta de equipos, entre ellos reactores, que puedan optimizar esta recuperación a gran escala.
Las dos principales formas de recuperación de metales son los procesos pirometalúrgicos para minerales de cobre y plomo e hidrometalúrgicos para minerales de zinc, plata, oro, entre otros (Dammert Lira & Molinelli Aristondo, 2007), sin embargo; ambas poseen importantes desventajas. Las principales desventajas del tratamiento pirometalúrgico son el gran consumo energético, la poca selectividad de las reacciones químicas que ocurren y el impacto del proceso al medio ambiente por la emanación de gases contaminantes como el SO2 (Ebin & Isik, 2016); además de los grandes costos
de inversión (Wills, 2008). En cuanto a los tratamientos hidrometalúrgicos, el proceso mayormente utilizado es el de lixiviación en pilas, siendo sus mayores desventajas la pobre extracción de metales de interés, el gran consumo de solución lixiviante y la extensa duración del proceso (Bartlett, 1988). Es por ello la necesidad de estudios, que se dan generalmente a nivel laboratorio o en simulaciones computacionales antes de ser escalados a nivel piloto y luego a nivel industrial, que definan nuevos procedimientos en equipos que reduzcan estas desventajas al centrarse en los factores que aumentan la eficiencia de estos procesos.
Uno de estos equipos es el reactor airlift, reactor multifásico cuyo uso es prácticamente
6
gran escala en la industria minera, fueron originalmente usados en Nueva Zelanda durante la segunda mitad del siglo XX para posteriormente popularizarse en México, donde se empezó a llamar tanque Pachuca (Lamond, 1958; Altman, Schaffner & McTavish, 2002). Actualmente, este tipo de reactores se utilizan en procesos biotecnológicos de fermentación, digestión anaeróbica o producción de microalgas y biogás (AL-Mashhadani, Wilkinson & Zimmerman, 2015; Yen et al., 2019) y procesos de tratamiento de aguas residuales (Patil & Jena, 2019)
La razón detrás de la selección de reactores airlift está relacionada con las
características dinámicas de los flujos internos que se desarrollan y las ventajas que presentan sobre otros reactores neumáticamente agitados (Merchuk, 2003). Por otro lado, en su construcción no presentan partes móviles ni rotatorias, lo que reduce el impacto de la corrosión y los costos de inversión y mantenimiento. Su agitación es neumática por lo que los costos de operación (principalmente el consumo energético) se ven también reducidos (Lestinsky et al., 2012).
1.1.1. Problema general
• ¿Cuáles son las mejores condiciones hidrodinámicas en un reactor airlift
potencialmente aplicables para un proceso de lixiviación de minerales oxidados de cobre?
1.1.2. Problema específico
• ¿Cuál es el comportamiento hidrodinámico de mezclas bifásicas (aire-agua) y trifásicas (mineral-aire-agua) en un reactor airlift piloto?
• ¿Cómo impactan los parámetros de operación la hidrodinámica en el tanque
airlift?
• ¿Cuánto de metal de interés se logra extraer de una muestra de mineral en este reactor airlift empleado para lixiviar minerales oxidados de cobre procedentes de
una industria minera peruana y cómo se compara con experimentos de extracción llevados a cabo en menor escala?
1.2. Objetivos
1.2.1. Objetivo general
• Establecer las condiciones hidrodinámicas más favorables para la operación de un reactor de investigación piloto del tipo airlift evaluado para una potencial
7 1.2.2. Objetivos específicos
• Caracterizar experimentalmente la hidrodinámica de mezclas inertes bifásicas (aire-agua) y trifásicas (mineral-aire-agua) dentro de un reactor airlift piloto.
• Identificar la influencia de parámetros de operación en los procesos bifásicos y trifásicos llevados a cabo en el reactor.
• Determinar el porcentaje de extracción del metal de interés cuando el reactor es usado en la mejor condición hidrodinámica establecida mediante las caracterizaciones de flujos bifásicos y trifásicos para lixiviar minerales oxidados de cobre provenientes de una industria minera del Perú.
1.3. Justificación e importancia
Los reactores airlift son reactores multifásicos muy populares en la investigación
moderna, aplicados mayormente para el desarrollo de bioprocesos que van desde la producción de productos bioquímicos hasta el tratamiento de aguas residuales (Merchuk, 2003). Para todos los casos, la razón de la selección del reactor airlift para
un determinado proceso está relacionada con las características dinámicas de los flujos que dentro de este se desarrollan (Merchuk, 2003). En la industria metalúrgica, los reactores airlift, llamados tanques Pachuca, se han empleado para la lixiviación de oro,
cobre y otros metales no ferrosos (Roy et al., 1998).
Las ventajas que presentan los reactores airlift sobre otros reactores con sistema de
agitación neumática residen en múltiples aspectos. Por una parte, se disminuye el asentamiento de partículas sólidas en función a propiedades físicas como tamaño de partícula o densidad a través del reactor, como ocurre en las columnas de burbujas; por otra parte, permiten la suspensión de sólidos de mayor densidad con semejantes caudales de gas inyectado, y, por lo tanto, un menor consumo energético, ya que las velocidades superficiales de gas son mayores (Díaz, 2001). Desde un punto de vista mecánico, su sencilla construcción y la ausencia de partes móviles y rotatorias son ventajas del reactor airlift sobre otros tipos de reactores (Khinvasara, 1986). Además,
su capacidad de transferir oxígeno de la fase gaseosa a la fase líquida en grandes tasas, especialmente al trabajar con fluidos de baja viscosidad (Merchuk, 1990), es útil para muchas reacciones químicas heterogéneas no catalíticas como la lixiviación, donde el oxígeno es muchas veces un reactivo de vital importancia (Marsden, 2006). Por ello, es que el reactor airlift resulta un dispositivo atractivo para potenciales aplicaciones en
lixiviación de minerales. Pese a ello, la influencia de las condiciones de operación, la geometría del reactor y las propiedades fisicoquímicas de las fases (particularmente el
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comportamiento no coalescente) sobre la hidrodinámica ocurrida dentro de este tipo de reactores, que repercute directamente en la eficiencia de los procesos que ahí serán llevados a cabo, no ha sido estudiada exhaustivamente. Esta hidrodinámica se caracteriza por diferentes patrones de flujo, dependiendo del caudal de gas, y generalmente se distinguen dos tipos de régimen: homogéneos y heterogéneos. Los parámetros hidrodinámicos dependen fuertemente del régimen de flujo predominante (Carvalho et al., 2000). Por estas razones, previo a la operación de un reactor airlift para
una nueva aplicación (como es la lixiviación), es necesario que se evalúen todos los parámetros hidrodinámicos que puedan resultar beneficiosos para el proceso.
Por estas razones, la investigación acerca de los reactores airlift y el testeo de estos
equipos para nuevas aplicaciones industriales resulta atractivo, lo que presupone una adecuada determinación de las condiciones de operación apropiadas para cada uso.
1.4. Hipótesis
1.4.1. Hipótesis principal
• Las condiciones de operación que permitan llevar a cabo un óptimo proceso de lixiviación en el reactor airlift dependerán, sobre todo, de la carga de sólidos y la
velocidad de entrada de gas al reactor. Se requerirá de grandes inyecciones de aire y una pequeña carga de sólidos para lograr condiciones de suspensión total de las partículas y su movimiento por todas las regiones del reactor.
1.4.2. Hipótesis secundarias
• Cada región del reactor airlift tiene un comportamiento hidrodinámico diferente.
Tanto para sistemas bifásicos como trifásicos, las regiones con mayor relevancia son donde el flujo de mezclas bifásicas y trifásicas desciende y asciende.
• La hidrodinámica de las mezclas trifásicas es correlacionada a partir de los estudios en la hidrodinámica de mezclas bifásicas.
• El uso de una menor carga de sólidos mejora la dispersión de sólidos en el reactor, no varía drásticamente la densidad de la mezcla manteniendo las características hidrodinámicas de los flujos.
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CAPÍTULO II: MARCO TEÓRICO
2.1. Antecedentes del problema
La primera patente de reactores tipo gaslift fue concedida a Schöller y Seidel (1940),
Este reactor fue diseñado para un proceso de fermentación continua y básicamente consistía en un recipiente provisto de múltiples cámaras internas (de sección transversal rectangular) por las cuales circulaba un líquido de fermentación (que contenía microorganismos en suspensión) de forma ascendente y descendente de manera alternada. Estas cámaras se encontraban conectadas unas a otras dentro del recipiente, lo que aseguraba que la trayectoria del líquido sea continua y a su vez permitía un consumo progresivo e ininterrumpido de la sustancia nutriente. El movimiento del líquido era resultado de inyecciones de gas de ácido carbónico y otros dentro del recipiente, en tres puntos donde la trayectoria del líquido debía ser ascendente; luego por gravedad se producía el descenso del fluido; además, el recipiente también estaba provisto de puntos de inyección de solución nutriente y puntos para la remoción periódica de solución libre de nutrientes. En la figura 1a. puede verse el diseño patentado por Schöller y Seidel, y en la figura 1b., una modificación hecha por ellos mismos, donde reducen el número de cámaras y acoplan los puntos de inyección de aire.
Figura 1. (A) Diseño de reactor gaslift patentado por Schöller y Seidel.
(B) Modificación de su diseño inicial que aparece en la misma patente. Adaptado de Schöller y Seidel, 1940.
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Lundgren y Russell (1956), utilizaron una modificación del reactor descrito por Schöller y Seidel en su patente, operándolo para procesos continuos y semicontinuos de crecimiento de microorganismos (ver figura 2). Reemplazaron las múltiples cámaras por donde circulaba el líquido por un sólo tubo interno de circulación, de 60,0 cm de longitud y 1,8 cm de diámetro externo; lo que representó una ventaja en su construcción; además que se integraron todas las zonas del reactor. El reactor fue construido en vidrio borosilicato, con forma de botella invertida y un volumen de 9,0 L. El costo de este reactor fue 10 veces menor que el de un reactor de tanque agitado de iguales dimensiones. La principal entrada de aire estuvo ubicada en la base del tubo interno, con un caudal de 1,5 a 3,0 L/min por litro de solución; además, se contaba con una segunda entrada de aire con la finalidad de mantener la solución homogénea y dispersa evitando la acumulación de microorganismos en la entrada del reactor. La recirculación fue externa, mediante una manguera de neopreno que conectaba el tubo. Altas tasas de crecimiento para distintos microorganismos fueron obtenidas en este reactor, para un periodo de incubación de 96 horas; lo cual demostró la gran capacidad del reactor airlift de transferir oxígeno y la baja tensión de cizalla desarrollada por los fluidos dentro del reactor a comparación de los que poseen agitación mecánica.
Figura 2. Diseño de reactor airlift de recirculación externa
para procesos de fermentación. Tomado de Lundgren y Russell, 1956.
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Bello et al. (1984), estudiaron las características del tiempo de mezcla y velocidad de circulación de líquido (ULR) para sistemas bifásicos aire-agua en tres diferentes
reactores airlift con recirculación interna con una relación de áreas de downcomer/riser
(AD/AR) en un rango de 0,13 a 0,56; siendo la zona anular la que fue inyectada de aire y
la zona central la de recirculación y cuatro reactores airlift de recirculación externa con
(AD/AR) en un rango de 0,11 a 0,69. Todos estos reactores fueron operados con
caudales de entrada de aire que resultaban en regímenes de flujo de burbuja. Los resultados experimentales de velocidad de circulación de líquido fueron correlacionados en la siguiente ecuación en función a la velocidad superficial de gas de entrada (USG):
𝑼𝑳𝑹= 𝜶 (𝑨𝑨𝑫 𝑹)
𝜷
(𝑼𝑺𝑮)𝟏⁄𝟑 (1)
Determinaron valores de α de 0.66 y 1.55 y valores de β de 0,78 ± 0,08 y 0,74 ± 0,04 para airlift con recirculación interna y externa, respectivamente. Los resultados
demostraron que se pueden obtener valores de ULR tres veces mayores en los reactores
airlift de recirculación externa comparados a los de recirculación interna. Esta ecuación
fue validada con otros resultados obtenidos por otros autores en reactores de similares características de diseño, medición de parámetros y operación; encontrándose desviaciones para AD/AR mayores a 1,0. Encontraron asimismo una correlación en la
que la relación de tiempo de mezcla y de circulación tm/tc no dependía de los valores de
UGR siendo sólo función de AD/AR:
𝒕𝒎 𝒕𝒄
⁄ = 𝜸 (𝑨𝑨𝑹𝑫)𝟎,𝟓 (2)
Encontrándose valores de γ de 3,5 y 5,2 para airlift con recirculación interna y externa,
respectivamente, siendo válidos sólo para los airlift de las características descritas.
Khinvasara (1986), dedicó un capítulo de su tesis de doctorado a estudios del escalamiento del proceso de lixiviación bacteriana en reactores airlift. Dicho estudio tuvo
como objetivo comparar los resultados de la extracción de cobre usando bacterias del tipo T. Ferrooxidans y T. Thiooxidans, a nivel laboratorio en un matraz Erlenmeyer con
agitación y a nivel piloto en un reactor del tipo airlift (cuyo esquema general es mostrado
en la figura 3); consideró que esta comparación proporciona data de vital importancia para el escalamiento de un proceso. Las partes de este reactor fueron un tubo externo de 53,0 cm de longitud por 10,0 cm de diámetro interno; cerrado por la parte inferior en la cual se encuentra un orificio de 4,0 mm de diámetro para el ingreso del aire
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comprimido. El tubo interno tuvo dimensiones de 43,0 cm de largo por 6,5 cm de diámetro interno, abierto por ambos lados. El reactor tenía un volumen total de trabajo de 3,0 L.
Para el reactor de tanque agitado a escala laboratorio se utilizó 80,0 gramos de mineral, y para el reactor airlift a escala piloto fueron 1200,0 gramos y además se establecieron
las siguientes condiciones operacionales: una inyección de aire de 750,0 mL/min y una densidad de pulpa de 40,0 % en peso. Los resultados obtenidos mostraron que las recuperaciones del reactor airlift fueron de 70,12 %, un 18,35 % por encima de lo
obtenido a escala laboratorio, haciendo uso de las bacterias T. Ferrooxidans. En el caso
de la lixiviación usando bacterias T. Thiooxidans durante 15 días y T. Ferrooxidans
durante 30 se obtuvo una recuperación de cobre de 78,20 %, lo cual representó un incremento del 13,3 % con respecto a la extracción en el reactor de tanque agitado a escala laboratorio. Se llegó a la conclusión que esta mejora se debió al incremento de aeración y agitación, una mayor transferencia de oxígeno; además de la desventaja de
Figura 3. Esquema de reactorairlift convencional de recirculación
interna y zona de flujo ascendente central. Adaptado de Monkonsit et al., 2011.
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los agitadores que tienden a formar vórtices en el fondo del reactor que obstaculizan la mezcla de fases cuando se trabaja con pulpas de alta densidad (40.0% en peso). Otra ventaja que resaltó es que los reactores tipo airlift, al no contener partes móviles, son
inmunes al problema de corrosión que podría darse en los reactores de tanque agitado. Couillard y Mercier (1991), compararon el tiempo de residencia óptimo en un reactor
airlift de recirculación interna y un reactor de tanque agitado (CSTR) para un proceso de
lixiviación de metales contenidos en lodos de aguas residuales utilizando bacterias. El tubo externo del reactor airlift medía 230,0 cm por un diámetro de 15,0 cm, lo que resultó
en un volumen de trabajo de 30,0 L que fue también el volumen de trabajo del reactor CSTR. Se establecieron 4 diferentes parámetros de operación (basados en tiempo de residencia y porcentaje de recirculación al sistema) para ambos reactores, estos fueron: 3 días sin recirculación, 1,5 días con 10,0% de recirculación, 0,75 días con 20,0 % de recirculación y 0,5 días con 20,0 % de recirculación. Basado en la máxima recuperación de metales como el cobre, zinc, cadmio y níquel, se determinó que el tiempo de residencia óptimo para el proceso fue de 0,75 días donde se obtuvieron similares porcentajes de recuperación, que estuvieron por encima de 80.0%, en ambos reactores, siendo estos porcentajes ligeramente mayores para el reactor CSTR, pero con la desventaja de presentar mayores costos de operación debido a la intensa agitación mecánica necesaria.
Korpijarvi et al. (1999), estudiaron la hidrodinámica y la transferencia de masa en reactores airlift de recirculación interna y externa. Parámetros como el holdup de gas y
las velocidades de líquido fueron determinados para el airlift de recirculación interna
(AIL); mientras que la transferencia de masa de oxígeno fue medida para el de recirculación externa (AEL). El AIL fue de un volumen de 15,0 L y una altura de 125,0 cm y los tubos internos usados con una relación de áreas del tubo interno y externo en rangos desde 0,14 a 1,69; por su parte, el AEL fue de 250,0 cm de altura y un volumen 30,0 L. La velocidad superficial de gas de entrada (USG) varió en rangos desde 0,0 hasta
0,14 m/s, con lo que se obtuvo valores de fracción volumétrica de gas o holdup de gas
en la región de flujo ascendente (
ε
GR) de 0 a 0,16 y de 0 a 0,12 en el holdup de la regiónde flujo descendente (
ε
GD) definiendo la siguiente correlación lineal:𝜺𝑮𝑫= 𝟎, 𝟖𝟒𝜺𝑮𝑹 (3)
Las velocidades de líquido (UL) estimadas variaron en un rango de 0,1 a 0,5 m/s;
14
más que la velocidad de líquido en la región ascendente (ULR) con un incremento de
(USG). En cuanto a la transferencia de masa de oxígeno, en el AEL se obtuvo una
concentración de oxígeno disuelto de 0,4 mol/m3, casi invariable, durante un tiempo de
operación de 1200,0 segundos.
Gouveia et al. (2003), investigaron el efecto de la geometría de los reactores airlift en
parámetros hidrodinámicos tales como el holdup de gas, la velocidad del líquido y, en
consecuencia; en el coeficiente de transferencia de masa gas-líquido (kL). El estudio se
llevó a cabo en un reactor airlift de volumen de trabajo de 6,0 L, con un tubo externo de
diámetro de 10,0 cm por 60,0 cm de longitud y un tubo interno de 8,0 cm de diámetro por 37,0 cm de longitud. Las variables geométricas fueron la distancia de la base del tubo interno con respecto al fondo del reactor hB (2,5; 3,5 y 4,5 cm) y el nivel del agua
por encima del tubo interno hT (0,0; 2,0 y 4,0 cm). Las mediciones del coeficiente de
transferencia de oxígeno fueron tomadas en un sistema de aire-agua usando el método modificado de oxidación de sulfitos. Diferentes condiciones operacionales fueron examinadas, como la variación en la velocidad superficial de gas en rangos de 0,0126 a 0,0440 m/s, que fueron medidos con un fluxómetro de masa. Tanto los valores de hB
y hT tuvieron un efecto marcado en los valores de kL, incrementándose a medida que se
incrementaban estos. Se observó un incremento en los valores del holdup de gas en
todas las secciones del reactor con una disminución de hB. Independientemente de los
valores de hB, para valores de hT mayores a 2,0 cm, los valores de holdup de gas en
todas las secciones del reactor son muy similares. Tras esto, concluyen que este comportamiento está asociado con valores bajos de tiempo de mezcla, lo que incrementa la velocidad de circulación en el reactor.
Jin, et al. (2006), evaluaron los impactos de las condiciones operativas y las propiedades de los líquidos sobre la hidrodinámica y el coeficiente volumétrico de transferencia de masa en reactores de airlift. Los experimentos se llevaron a cabo en reactores airlift de
recirculación interna y externa. Ambos reactores fueron geométricamente diferentes, pero dimensionalmente similares. Los reactores fueron construidos con tubo externo de diámetro interno de 20,0 cm por 80,0 cm de longitud. Se usó un volumen de trabajo de 19,0 L para el reactor airlift de circulación interna y 22,0 L para el de circulación externa.
Para el reactor airlift de circulación interna, el tubo interno fue construido con 10,0 cm
de diámetro y 40,0 cm de longitud. Por su parte, el reactor de circulación externa consistió en un tubo interno de 10,0 cm de diámetro interno por 40,0 cm de longitud que estaba conectado por dos tubos a la parte superior e inferior del tubo interno. Con un aumento en la velocidad superficial del gas, aumentó la velocidad de circulación del líquido, el holdup de gas y el coeficiente de transferencia de masa, y disminuyó el tiempo
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de residencia del gas. La velocidad de circulación del líquido, el holdup de gas y el
coeficiente de transferencia de masa disminuyeron a medida que aumentaba la carga del lodo. El régimen de flujo en los reactores de sedimentación de lodos activados tuvo un efecto significativo sobre la velocidad de circulación del líquido y el holdup de gas,
pero tuvo poco impacto en el coeficiente de transferencia de masa.
Fontana et al. (2009), compararon la eficiencia en la producción enzimática llevada a cabo en un reactor de tanque agitado (CSTR) y en un reactor airlift. Los resultados
fueron comparados en términos de actividad enzimática. Se utilizó un reactor airlift de
recirculación interna, con un volumen total de 4,0 L y un volumen de trabajo de 3,2 L. El tubo externo fue construido de vidrio refractario y el tubo interno de cloruro de polivinilo. Los valores experimentales del coeficiente volumétrico de transferencia de oxígeno kLa
del reactor se obtuvieron en función del caudal de entrada y fueron comparados con las del tanque agitado, funcionando amboscon los mismos caudales de aire (de 0,5 a 2,0 vvm) y con una velocidad de agitación entre 200,0 y 700,0 rpm para el reactor CSTR. Se comprobó entonces, que tanto aeración como agitación incrementan la disolución de oxígeno de la fase líquida a la gaseosa, obteniéndose valores similares de kLa en el
reactor CSTR con agitación a 300,0 rpm y aeración y el reactor airlift con sólo aireación;
de 2,0 a 6,0 h-1, conforme aumentaba el caudal de aire. Los valores de k
La para el reactor
CSTR para una agitación de 700,0 rpm y aireación fueron de 30 a 50 h-1; casi 10 veces
mayores a los obtenidos en el reactor airlift. Después del periodo de cultivo de 96 h, los valores máximos de actividad enzimática alcanzados para exo- y endo-poligalacturonasas fueron de 65,2 unidades (U) por ml y 91,3 U/mL en el STR, y actividades similares de 60,6 U/mL y 86,2 U/mL en el reactor airlift; concluyendo que el
reactor airlift posee un gran potencial para ser utilizado en una eventual producción a
mayor escala de exo- y endo-poligalacturonasas, con menores costos tanto para la instalación como operación con respecto a un reactor CSTR.
Lestinsky et al. (2012), evaluaron el efecto de parámetros geométricos y de operación en el comportamiento hidrodinámico de un reactor airlift de circulación interna. El tubo
externo del reactor midió 15,0 cm de diámetro por 150,0 cm de longitud; por su parte, la geometría del tubo interno varió en longitud y diámetro, usándose longitudes de 80,0 y 60,0 cm y diámetros de 10,0; 8,0 y 6,0 cm. La siguiente variable geométrica que se tomó en cuenta fue la distancia hB que varió en un rango de 15,0 mm y 65,0 mm. Para
determinar estos efectos se caracterizaron parámetros tales como la velocidad de circulación de líquido y holdup de gas, determinados a partir de valores de caudal de
entrada de aire al reactor que operó en rangos de 1,0 a 6,0 x 10-4 m3/s y velocidad
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se redujo el diámetro del tubo interno se incrementa la velocidad del líquido en el interior de este para un mismo caudal de entrada de aire. En cuanto al holdup de gas, los valores
tanto al interior como exterior del tubo interno decrecen cuando se incrementa su diámetro. Los regímenes de flujo de burbuja heterogéneos y slug o intermitente son los
regímenes de flujo dominantes durante los experimentos En estos, se produce la coalescencia de burbujas y el tamaño de las burbujas que se observó no fue uniforme. Los regímenes de flujo de burbuja homogéneo y transitorio y heterogéneo, comunes en columnas de burbujas, no ocurrieron. Para diámetros pequeños del tubo interno, el régimen de flujo de burbujas slug es dominante, es decir, que las burbujas resultantes
producidas por la coalescencia de las burbujas iniciales son del mismo tamaño que el diámetro del tubo interno. Por último, cuando la velocidad de circulación del líquido en el flujo descendente del reactor es lo suficientemente alta (más de 0,3 m/s) se presenta la circulación total de pequeñas burbujas.
De Jesús, et al. (2016), realizaron una investigación donde se evalúo la hidrodinámica y la transferencia de masa en cuatro tipos de reactores: una columna de burbuja, un reactor airlift, un reactor de tanque agitado y un reactor airlift agitado; usando un fluido
Newtoniano (glicerol al 65,0 % en volumen) y otro no Newtoniano (xantano al 0,25% en volumen). Los resultados experimentales mostraron que se obtienen mayores valores de holdup de gas y coeficiente de transferencia de masa en los reactores airlift agitado
y tanque agitado; además, se observó que un aumento en la viscosidad de la solución provocó un aumento en el tamaño de las burbujas que poseen un tiempo de residencia corto, disminuyendo el holdup de gas en los cuatro reactores estudiados. En un medio
viscoso, en el cual microorganismos o células sensibles al cizallamiento son usados; el uso de reactores airlift es la mejor opción por presentar un ambiente de bajas tensiones de cizalla y una buena transferencia de oxígeno, esta transferencia de masa, para soluciones Newtonianas, fue correlacionada para cada reactor:
Columna de burbuja: 𝒌𝑳𝒂 = 𝟏, 𝟐𝟕𝒙𝟏𝟎−𝟐𝑸𝟎,𝟓𝟏𝝁−𝟎,𝟏𝟐 (4) Reactor airlift: 𝒌𝑳𝒂 = 𝟏, 𝟖𝟐𝒙𝟏𝟎−𝟐𝑸𝟎,𝟔𝟎𝝁−𝟎,𝟏𝟎 (5)
Reactor airlift agitado: 𝒌𝑳𝒂 = 𝟐, 𝟔𝟑𝒙𝟏𝟎−𝟒𝑵𝟎,𝟓𝟎𝑸𝟎,𝟔𝟔𝝁−𝟎,𝟓𝟎 (6)
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Donde Q es el caudal de entrada en vvm, N la velocidad de rotación del agitador en s-1
y µ la viscosidad dinámica en Pa.s. Como se puede observar, se obtendrán mejores valores de coeficientes volumétricos de transferencia de masa en los reactores agitados (aunque con un mayor consumo de energía debido a la agitación mecánica) y para condiciones de operación iguales, los valores de kLa en los reactores airlift son casi el
doble que en las columnas de burbuja.
2.2. Bases teóricas
2.2.1. Reactores multifásicos
Los reactores químicos representan la parte central de cualquier proceso químico operado a escala piloto o industrial. La mayoría de las reacciones químicas industriales no ocurren en una única fase; por el contrario, involucran dos o más fases en contacto (Stankiewicz, 2010). Los reactores multifásicos tienen diversas aplicaciones, desde la producción de combustibles y derivados del petróleo, productos farmacéuticos, herbicidas, plaguicidas, polímeros, plásticos, entre otros hasta descontaminación o tratamiento de aguas residuales (Dudukovic et al., 1999). Para llevar a cabo estas reacciones multifásicas (gas-líquido, gas-sólido, gas-líquido-sólido, líquido-líquido o sólido-líquido) existe una gran variedad de configuraciones para reactores multifásicos (Krishna & Sie, 1994), algunas de las cuales pueden verse en la figura 4.
Figura 4. Clasificación de reactores multifásicos más importantes según la mezcla multifásica con la que trabajan. Adaptado de Stankiewicz, 2010.
18
Estas reacciones pueden ser de corta o larga duración, endotérmicas o altamente exotérmicas. Basado en estas características, un determinado tipo de reactor es seleccionado para ser utilizado en la industria (Pangarkar, 2015).
A diferencia de las reacciones monofásicas, donde el principal proceso físico que influye en la eficiencia de conversión de los reactantes es la mezcla entre ellos; en las reacciones multifásicas la situación es más compleja pues, además de la eficiencia de la mezcla: se debe crear condiciones para el eficiente transporte de los componentes entre fases (Stankiewicz, 2010). Las reacciones multifásicas poseen un mecanismo donde la difusión de componentes de fase a fase es de las etapas más importantes (Pangarkar, 2017). Es por ello que para la selección del reactor multifásico adecuado para cada una de estas aplicaciones, es muy importante el conocimiento de los parámetros hidrodinámicos (Dudukovic et al., 1999) y de los coeficientes de transferencia de masa, que suelen ser un factor limitante en los procesos que ocurren en estos reactores (Lee & Foster, 1990).
2.2.2. Reactores neumáticamente agitados o de recirculación
Son reactores de geometría generalmente cilíndrica, en los cuales un líquido (o suspensión líquida-sólida) es agitado por acción de una entrada de gas a alta presión que circula de manera ascendente a través de todo el reactor provocando la formación de burbujas y un flujo de recirculación de la fase líquida (o suspensión líquida-sólida) forzado y controlado que puede tener lugar dentro del reactor o en circuito externo (Mukhopadhyay & Das, 1994). Este tipo de reactores son aplicados principalmente en sistemas que requieren grandes efectos de dispersión (incluso en sistemas con suspensiones de alta viscosidad) y altas tasas de transferencia de masa y calor; además, su simple construcción y operación resultan en bajos costos de inversión, operación y mantenimiento. Pese a esto, encontrar un diseño y condiciones operacionales óptimas es una labor que requiere de mucha investigación (Blenke, 1979; Mendes & Badino, 2015; Palit, 2012).
La velocidad superficial del gas de entrada es un parámetro de diseño muy importante, de ella dependen otros parámetros como el holdup de gas y el coeficiente volumétrico
de transferencia de masa. A partir de los valores del holdup de gas se puede evaluar el
tiempo de residencia del gas en el líquido, el régimen de flujo y el coeficiente de transferencia de masa. Del coeficiente volumétrico de transferencia de masa,depende la capacidad del reactor para la disolución de gases. Estos dos parámetros se ven fuertemente influenciados por la geometría del reactor (Azzopardi, 2013; Cerri et al.,
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2010; Chisti & Moo-Young, 1988; Gouveia, 2003; Harriott, 2003; Lestinsky et al., 2015; Ruen-ngam et al., 2008).
Existen diversos tipos de reactores neumáticamente agitados (ver figura 5), entre los que destacan la columna de burbujas (y sus derivados, como el reactor gaslift),
reactores equipados con inyector (jet loop reactors), reactores equipados con hélices
(propeller loop reactors), entre otros (Blenke, 1979; Cerri et al, 2010; Chisti &
Moo-Young, 1988).
2.2.2.1. Columna de burbujas
El reactor de columna de burbujas es el tipo de reactor de agitación neumática de diseño más simple que existe (Sikyta, 1995). Es ampliamente usado para reacciones gas-líquido en una gran variedad de procesos tales como absorción, fermentación, catálisis, licuefacción de carbones, etc. en la industria química, bioquímica, petroquímica y en el tratamiento de aguas residuales. Las reacciones que suelen llevarse a cabo en estos reactores son las de oxidación, cloración, alquilación, polimerización e hidrogenación. También es aplicado para reacciones gas-líquido-sólido en la industria metalúrgica para procesos de lixiviación de minerales; al trabajar con este tipo de suspensión, recibe el nombre de slurry phase reactor. El rango de tamaño de partículas usadas en los slurry
Figura 58. Reactores neumáticamente agitados (A) Reactor de recirculación agitado mediante hélices. (B) Reactor de recirculación agitado mediante inyecciones de líquido. Adaptado de Blenke, 1979.
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phase reactors es de 5,0 a 100,0 micrómetros, con una carga de sólidos de hasta 50,0
% en peso (Degaleesan et al., 2001; Kantarci et al., 2005; Palit, 2012; Şal et al., 2013; Shah et al., 1982).
El diseño preliminar de los reactores de columna de burbujas es realizado mediante correlaciones empíricas o semi-empíricas basadas en datos experimentales o en simulaciones computacionales, pero tanto el diseño como un posible escalamiento representan aún una gran dificultad debido a la complejidad de cuantificar los tres fenómenos principales que ocurren: transferencia de masa y calor, características de la mezcla multifásica (regímenes de flujo, dinámica de burbujas) y cinética de la reacción; siendo los dos primeros dependientes de una hidrodinámica del fluido también compleja (Degaleesan et al., 2001; Kantarci, 2005; Şal et al., 2013; Sánchez Mirón et al., 2004; Shah et al., 1982; Shimizu et al, 2000; Zehner, 2000). Esto ha llevado que los investigadores centren sus esfuerzos en realizar investigaciones en los siguientes parámetros: holdup de gas, características de burbuja, régimen de flujo, efectos de
geometría, condiciones operativas. Sin embargo, la mayoría de estos parámetros son evaluados sólo para una de las fases. (Kantarci et al., 2005).
Como la mayoría de los reactores de su tipo, es de forma cilíndrica y la relación de su altura/diámetro generalmente está en un rango de 1,5 a 20,0. El gas es introducido cerca del fondo de la columna mediante aspersores a velocidades dentro del rango de 30,0 a 90,0 m/s. Debido a que la velocidad superficial del gas es por lo general mucho mayor a la velocidad superficial del líquido, la hidrodinámica del sistema depende solo de ella. El gas ingresa en forma de chorro al líquido, pero a los pocos centímetros empiezan a formarse las burbujas que al ascender empiezan a juntarse entre ellas y a romperse (Degaleesan et al., 2001; Harriott, 2003). Dependiendo del caudal de entrada de gas y la naturaleza de la dispersión, se pueden observar regímenes de flujo homogéneos (o flujo de burbuja), heterogéneos (o flujo turbulento) o de transición (Şal et al., 2013). El flujo de burbujas está caracterizado por un tamaño y concentración uniforme de burbujas, estando ausentes los procesos de coalescencia y dispersión de partículas (Thorat et al., 1998). Las tasas de transferencia de oxígeno y calor son altos, pero más bajos comparados con los de los reactores con agitación mecánica (Palit, 2012; Prokop & Votruba, 1976; Şal et al., 2013; Sánchez Mirón et al., 2000). Para suplir esta deficiencia, usualmente se realizan algunas modificaciones que incrementan el holdup
de gas, como agregar mezcladores estáticos, platos perforados o seccionar la columna (Degaleesan et al., 2001; Sikyta, 1995).
21
En el diseño más simple de columna de burbujas, que consta de un único tubo, el gas es dispersado en todas las regiones del reactor; pero en un diseño con recirculación (como el reactor gaslift) el gas es introducido a través de un tubo interno concéntrico por
donde asciende formando burbujas, las cuales luego descienden a través de la zona anular formada por ambos tubos. La dirección del flujo puede ser inversa si el gas es alimentado a través de la zona anular, descendiendo por el tubo interno concéntrico. Estos tipos de diseño se muestran en la figura 6 (Azzopardi et al, 2013; Harriott, 2003).
2.2.2.2. Reactor airlift
El reactor airlift es un tipo de columna de burbuja modificado. El término airlift es usado
para designar a una gran variedad de dispositivos de contacto líquido-gas o sólido-líquido-gas cuya característica principal es la existencia de la circulación de un fluido de forma cíclica a través de canales construidos específicamente para este propósito. En los reactores airlift, el contenido es agitado neumáticamente por una corriente de aire o
algunas veces por otros gases (entonces son llamados, gaslift). Además de la agitación;
la corriente de gas tiene la importante función de facilitar el intercambio de material entre la fase gaseosa y el medio (Abdel-Aziz, 2013; Merchuk y Gluz, 2002).
Un reactor tipo airlift tiene una estructura interior dividida en dos partes (como se vio en
la Figura 1.), una llamada riser (donde la dispersión fluye en forma ascendente) y la otra downcomer (donde la dispersión fluye en forma descendente). Continuamente, la zona
Figura 6. Tipos de reactores de columna de burbujas. (A) Columna de burbujas convencional. (B)Gaslift de recirculación interna. (C)Gaslift de recirculación externa.
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del riser está aireada por un rociador de gas; el cuál es el que produce el movimiento
del fluido debido a la diferencia de densidades aparentes que se producen en las zonas aireadas y no aireadas (Chisti y Moo-Young, 1987), lo que constituye una ventaja del punto de vista económico pues el movimiento no es generado por una fuerza mecánica externa. En el caso de los reactores que trabajan con suspensiones sólido-líquido-gaseoso, una ventaja de la presencia del tubo interno y la entrada de gas a sólo una zona del reactor (a diferencia de la columna de burbujas) es que no se produce el asentamiento de las partículas sólidas en el fondo del reactor. La transferencia de masa entre fases, líquida y gaseosa, depende del comportamiento hidrodinámico de la dispersión y el flujo desarrollado por el fluido. Desde la entrada del aire a través del rociador se pueden observar numerosas variaciones de régimen de flujo, dependiendo de esta velocidad de entrada del aire (o de la potencia empleada para suministrarlo), se determina la existencia de flujos de burbuja desde una simple segregación de éstas hasta flujos turbulentos (Chisti y Moo-Young, 1987; Roy et al., 1998).
Khan, Siddiqui y Osama (2019) y Campani et al. (2015)evaluaron algunas desventajas en la operación del reactor airlift. Destacaron la necesidad de un gran flujo de entrada
de aire con respecto a otros reactores neumáticamente agitados Para ajustar el suministro de aire, se necesita la presión más alta que conlleva a un mayor consumo de energía y, por lo tanto, mayor costo de operación. Además, notaron que la ausencia de agitadores causa dos efectos negativos: la aglomeración de burbujas al no existir cuchillas que rompan y disminuyan el tamaño de las burbujas (tensión de cizallamiento) que se producen en el aspersor (por lo tanto, el tamaño de burbujas depende del tamaño de los orificios del aspersor y la velocidad superficial de entrada de aire) y la ineficiencia en la ruptura de espuma en la zona de desgasificación.
2.2.2.3. Tanques Pachuca
Los tanques Pachuca son reactores de suspensión de aire-agitado de forma cilíndrica y fondo en forma de cono usados como reactores de lixiviación para la extracción de metales no ferrosos como oro, zinc y cobre. Estos tanques son operados con lodos conteniendo un porcentaje en peso de sólidos del 50,0 a 60,0% (Roy et al. 1998). Los parámetros controlados en la operación de un tanque Pachuca de lixiviación son la suspensión (y sedimentación) de partículas, la transferencia de masa entre las fases sólida y líquida y los tiempos de mezcla. Como en los reactores citados anteriormente, todos estos parámetros están fuertemente relacionados con la entrada de aire al reactor. En la figura 7 se puede ver la sedimentación de partículas en tanques Pachuca cuando el caudal de entrada de aire se ve disminuido. Cuando en la reacción de lixiviación, el
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oxígeno es un reactivo importante (como en la cianuración), la transferencia de oxígeno desde las burbujas de aire al lodo es un parámetro muy importante.
Estudios han demostrado que el diseño de los tanques Pachuca no tiene relación con la eficiencia de la transferencia de masa del oxígeno (Roy et al. 1998). Otros estudios demuestran que más allá del punto de suspensión de partículas completo, un aumento en la transferencia de masa sólido-líquida no es tan importante en comparación con las etapas iniciales de suspensión. Muchos estudios de suspensión de partículas se han realizado en columnas de burbujas, y debido a que éstas tienen similar configuración a los tanques Pachuca, sacándose importantes conclusiones en ellos (Mehrotra y Shekhar, 2000; Roy et al., 1998; Roy et al., 2000).
Figura 7. Etapas de sedimentación de partículas sólidas en tanques Pachuca. (A) Partículas sólidas debajo de la entrada de gas. (B) Partículas sólidas formando un muro cónico alrededor de la entrada de gas. (C) Bloque de partículas sólidas a la recirculación. (D) Bloqueo por partículas sólidas a la entrada de gas. (E) Sedimentación total de partículas sólidas. Tomado de Roy et al., 1998.
